苯甲苯混合体系分离过程设计.doc

化工工程设计训练

题 目：苯—甲苯混合体系分离过程设计
姓 名： 张 招 勤
学 院： 应 用 技 术 学 院
专 业： 石油化工生产技术
学 号： 0 8 1 5 0 1 0 1 4 2
指导教师： 邹 长 军

2023年12月6日
一、 设计题目：苯—甲苯混合体系分离过程设计
二、 设计任务及操作条件
1、 设计任务
生产能力（进料量）： 142ⅹ103吨/年
操作周期 ： 300ⅹ24=7200小时
进料组成 ： 50%（质量分率，下同）
塔顶产品组成 ： >99%
塔底产品组成 ： < 2%
2、操作条件
操作压力 ： 常压 （表压）
进料热状态 ： 泡点进料
冷却水 ： 20℃
加热蒸汽 ： 0.2Mpa
塔顶为全凝器，中间泡点进料，连续精馏。
3、设备型式 筛板式
三、设计内容
1、概述
2、设计方案的选择及流程说明
3、塔板数的计算（板式塔）
4、重要设备工艺尺寸设计
板式塔：（1）塔径及提馏段塔板结构尺寸的拟定
（2）塔板的流体力学校核
（3）塔板的负荷性能图
（4）总塔高、总压降及接管尺寸的拟定
5、辅助设备选型与计算（泵、塔顶冷凝器和塔釜再沸器）
6、设计结果汇总
7、工艺流程图
8、设计评述
四、图纸规定
工艺流程图带控制点（用A4纸）
五、设计时间：2023年11月15日至2023年12月10日

摘要：精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工﹑炼油﹑石油化工等工业中得到广泛的应用。本设计的题目是苯—甲苯混合体系分离过程设计。在拟定的工艺规定下，拟定设计方案，设计内容涉及精馏塔工艺设计计算，塔辅助设备设计计算，精馏工艺过程流程图，设计说明书。
关键词：板式塔、苯-甲苯、工艺计算、工艺流程图
第一章 概述
塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔塔内装有一定数量的塔盘,是气液接触和传质的基本构件;属逐级(板)接触的气液传质设备，气体自塔底向皮鼓泡或喷射的形式穿不定过塔板上的液层,使气液相密切接触而进行传质与传热,两相的组份浓度呈阶梯变化。填料塔内有一定高度的填料，是气液接触和传质的基本构件，属微分接触型气液传质设备，液体在填料表面呈膜状自上而下流动，气体呈连续相自下而上与液体作逆流流动，并进行气液两相的传质和传热，两相的组份深度或温度沿塔高连续变化[1]。
板式塔在工业上的应用由来已久，发展并演变出了很多类型。通常可以按照塔板有无降液管划分为：（1）有降液管式塔板（也称溢流式塔板或错流式塔板）如泡罩、浮阀、筛板和无降液管式塔板（也称穿流式塔板或逆流式塔板）如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等[2]。
工业上对塔设备的基本规定是：(1)满足工艺规定(2)生产能力大，即气液解决量大(3)压力降小，即流体阻力小(4)操作稳定、操作弹性大(5)效率高，即气液两相充足接触，相际间传热面积大(6)结构简朴、可靠、省材、制造、安装方便，设备成本低(7)耐腐蚀，不易堵塞(8)操作维修方便[1]。
苯的沸点为80.1℃，熔点为5.5℃，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为0.88g/mL，但其分子质量比水重。苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。
甲苯是最简朴，最重要的芳烃化合物之一。在空气中，甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色。甲苯的熔点为-95 ℃，沸点为111 ℃。甲苯带有一种特殊的芳香味，在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液体，密度为0．866g／cm3，对光有很强的折射作用。甲苯几乎不溶于水，但可以和二硫化碳、酒精、乙醚以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多数其他常用有机溶剂中也有很好的溶解性。甲苯的粘性为0.6 mPa .s，也就是说它的粘稠性弱于水。
分离苯和甲苯，可以运用两者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。板式筛板塔、浮阀塔都是常用的塔类型，可以根据不同塔各自特点选择所需要的塔。
筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群）。筛板塔是1932年提出的，塔盘结构由筛孔区、无孔区、降液管及塔板等组成。其优点是结构简朴，制造维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺陷是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜解决粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。
第二章 流程方案的拟定和说明
一、流程示意图
原料
原料罐
原料预热器
精馏塔
冷凝器
冷却器
再沸器
苯
冷却器
甲苯储罐
甲苯
苯的储罐

二、加料方式
加料分两种方式：泵加料和高位加料。高位加料通过控制液位的高度，可以得到稳定的流量，但规定搭建塔台，增长基础建设费用；泵加料属于强制进料方式，泵加料易受温度的影响，流量不太稳定流速也忽大忽小，影响传质效率。靠重力泊流动方式可省去一笔费用。本次加料选泵加料，泵和自动调节装置配合控制进料。
三、 进料状态
进料方式一般分为冷液进料、泡点进料、气液混合物进料、露点进料、加热蒸气进料等。冷液进料对分离有利，但会增长操作费用。泡点进料对塔操作方便，不受季节的影响。泡点进料基于恒摩尔流，假定精馏段和提馏段上升蒸气相等，精馏段和提馏段塔径基本相等。由于泡点进料时塔的制造设备较为简朴，而其他方式进料对设备的规定高，设计起来难度相对加大，所以采用泡点进料。
四、 冷凝方式
选全凝器，塔顶出来的气体温度不高，冷凝后回流液和产品温度不高，无需再次冷凝，且本次分离是为了分离苯与甲苯，且制造设备较为简朴且节省资金，选全凝器。
五、 回流方式
宜采用重力回流，对于上型塔，冷凝液由重力作用回流入塔。优点：回流冷凝器无需支撑结构。缺陷：回流控制较难安装，但强制回流需用泵、安装费用、电花费用大，故不用强制回流，塔顶上升蒸气采用冷凝冷却回流入塔内。
六、 加热方式
采用间接加热，由于对同一种进料组成，热状况及回流比得到相同的馏出液组成及回收率时，运用直接蒸气加热时，所需理论塔板数比用间接蒸气要多一些，若待分离的混合液为水溶液，且水是难挥发驵分，釜液近于纯水，这时可采用直接加热方式。由于本次分离的是苯与甲苯混合体系，故采用间接加热。
七、 加热器
选用管壳式换热器。只有在工艺物料的特性性或工艺条件特殊时才考虑选用其他型式。例如，热敏性物料加热多采用降膜式或者波纹管式换热器或者换热器流路均匀、加热效率高的加热器。
八、操作压力
精馏操作压力可分为常压精馏、加压精馏和减压精馏。一般采用常压精馏，压力对挥发度的影响不大。在常压下不能进行分离或达不到分离要示时，采用加压精馏，对于热敏性物质采用减压精馏。当压力较高时，参考塔顶冷凝有利，对塔底加热不利，同时压力升高，相对挥发度减少，管径较小，壁厚增长。本次设计选用是常压作为操作压力。
第三章 塔板计算
3.1 设计方案的拟定
本设计任务为分离苯—甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升采用全凝器，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余问部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属于分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
3.2精馏塔的物料衡算
3.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
1）原料液分率:
甲苯的进料摩尔流量:
苯的进料摩尔流量:
总物料摩尔流量：
甲苯的进料摩尔分率:
苯的进料摩尔分率:
2）塔顶产品流量及摩尔分率:
总物料质量流量：
总物料质量守衡： ………………①
苯的质量守衡： ………………②
由①②两式联立求解得：

苯的摩尔流量：
甲苯的摩尔流量：
塔顶产品流量：
苯的摩尔分率：
甲苯的进料摩尔分率：
3）塔底产品的流量及分率：
苯的摩尔流量：
塔底产品的流量：
苯的摩尔分率：
甲苯的进料摩尔分率：
4）精馏塔的物料衡算表
物料衡算表
项目
组分
摩尔流量（kmol/h）
摩尔分率
进料
苯
126．246
0．5412
甲苯
107．034
0．4588
总计
233．280
1．0000
塔顶
苯
123．6954
0．9915
甲苯
1．0593
0．0085
总计
124．7547
1．0000
塔底
苯
2.5506
0．0235
甲苯
105.9927
0．9765
总计
108．5433
1．0000
3．3相对挥发度
常压下苯—甲苯的气液平衡与温度关系

温度T/（℃）
液相中苯的摩尔分数/x
气相中苯的摩尔分数/y
110．6
0．00
0．00
106．1
0．088
0．212
102．2
0．200
0．370
98．6
0．300
0．500
95．2
0．397
0．618
92．1
0．489
0．710
89．4
0．592
0．789
86．8
0．700
0．853
84．4
0．803
0．914
82．3
0．903
0．957
81．2
0．950
0．979
80．2
1．00
1．00
由于泡点进料q=1，由气液平衡相数据，用内插法求进料温度：

解得：
苯与甲苯的安托尼常数
组分
A
B
C
苯
6．031
1211
220．8
甲苯
6．08
1345
219．5
安托尼方程：

注：po是物质的饱和蒸气压，kPa。
A、B、C是安托尼常数。
T是物质的温度，℃。
由安托尼方程求得：

相对挥发度：
3．4最小回流比及回流比
由于是饱和液体进料，有q=1，q线为一垂直线，在x-y图上交于一点d，故点d：，根据相平衡方程有：

最小回流比：

回流比：

3．5理论塔板数NT
精馏段的操作线方程：
提馏段操作线方程：

相平衡方程；

联立精馏段操作线方程与进料线q线方程求解得交点E(0.5412,0.675)。
理论板计算过程:

由于x8<xe,所以第8块板为加料板，第8块板开始改用提馏段计算气相组成。

由于 x14<xW(XW=0.0235),所以第14块板为再沸器，因此全塔共需要理论塔板数NT=13块板。
3．6全塔效率ET
1）由苯与甲苯的气液平衡数据作出t-x-y图：

根据塔顶、塔釜的气液相组成在t-x-y图上查得：

全塔平均温度:

2）平均黏度
苯与甲苯的液体黏度
温度℃
80
90
100
110
120

0.308
0.279
0.255
0.233
0.215

0.311
0.286
0.264
0.254
0.228
在全塔平均温度下的苯与甲苯的黏度：

全塔温度下的平均黏度：

3）全塔效率：

3．7实际塔板数
精馏段实际塔数:
精馏段实际塔数:
全塔实际塔板数:
第四章 设备重要工艺尺寸
一、塔径及提馏段塔板结构尺寸
1塔径的计算
1）平均摩尔质量的计算
进料板平均摩尔质量：
由理论塔板数计算得：

塔釜平均摩尔质量：
由理论塔板的计算过程可得：

提馏段平均摩尔质量：

2）平均密度的计算
气相平均密度的计算:
由抱负气态方程计算:

液相平均密度的计算:
塔釜液相平均密度的计算：
由，查手册得：
塔釜的液相平均密度：

进料板液相的摩尔质量：
由查手册得：
进料板液相的质量分数：

进料板的液相密度：

提馏段液相平均密度：

3）液相平均张力
液相平均表面张力依下式计算，即：

进料板液相平均表面张力：
由查手册得：

塔釜液相平均表面张力：
由查手册得：

提馏段液相平均表面张力：

4）液相平均黏度
液相平均黏度依下式计算，即：

进料板平均黏度：
由查手册得：

解得：
塔釜液相平均黏度：
由查手册得：
再由:
解得：
提馏段液相平均黏度：

5）提馏段的气液相体积流率
提馏段气液相负荷：

提馏段的气液相体积流率：

6）塔径的计算
由，式中C由求取，其中由筛板塔汽液负荷因子曲线图查取，图横坐标为

取板间距，板上液层高度，则

查筛板塔汽液负荷因子曲线图得

取安全系数为0.6，则空塔气速为：

按标准塔径圆整后为： 。
塔截面积：
实际空速：
2提馏段塔板结构尺寸
1）溢流装置地计算
因塔径，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。
① 堰长
根据一般经验，单溢流弓形降液管其，则取：

②溢流堰高度
液上液层高度how采用弗兰西斯公式：

——塔的液体流量
——液流收缩因素
查液流收缩系数计算图得：
则:
取板上清液层高度
则:
③ 弓形降液管宽度和截面积：
由，查弓形降液管参数图得

则： ，
验算液体在降液管中停留时间，即：

故降液管设计合理。
④ 降液管底隙的流速，则：

故降液管底隙高度设计合理。
选用凹形受液盘，深度。
2)塔板布置
①塔板的分块
塔板分块数表
塔径/mm
塔板分块数
800～1200
3
1400～1600
4
1800～2023
5
2200～2400
6
因，故塔板采用分块式，由上表查得塔板分为5块
②边沿区宽度拟定
溢流堰前的安定区域宽度：
溢流堰后的安定区域宽度：
无效区：
③开孔区面积
开孔区面积计算为：

其中

故
④筛孔计算及其排列
筛孔直径：
由于解决物无腐蚀性且不易堵塞，故取筛孔径
筛板厚度：
选用的碳钢板
孔中心距：

筛孔排列:
筛孔排列按正三角形排列
筛孔数：

开孔率:

⑤气体通过筛孔的速度

二、塔板的流体力学校核
1、塔板压降
1）干板阻力的计算

由，查筛板塔的汽液负荷因子曲线图得
故
2）气体通过液层的阻力计算

查充气系数关联图得。
故
3）液体表面张力的阻力计算。液体表面张力所产生的阻力由下式计算，即：

气体通过每层塔板的液柱高度按下式计算：

气体通过每层塔板的压：

2、液沫夹带
液沫夹带按下式计算：

故在本设计中液沫夹带量在允许的范围内。
3、漏液
对筛板塔，漏液点气速按下式计算：

实际孔速：
稳定系数为：
故在本设计中无明显漏液。
4、液泛
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从下式所表达的关系，即：

苯—甲苯物系属一般物系，取，则：

而
板上不设进口堰，按下式计算：

，故本设计中不会发生液泛现象。
三、塔板的负荷性能图
1. 漏液线
由

得：
整理得：
在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs值,计算结果列于下表
Ls/(m3/s)
Vs/(m3/s)
Ls/(m3/s)
Vs/(m3/s)
0.0015
1.8545
0.003
1.9004
0.0045
1.9296
0.006
1.9705
据此表数据可作出漏液线1。
2．液沫夹带线
认为限，求关系如下：
再由：

整理得：
在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs值,计算结果列于下表
Ls/(m3/s)
Vs/(m3/s)
Ls/(m3/s)
Vs/(m3/s)
0.0015
8.3034
0.003
8.1236
0.0045
7.9727
0.006
7.8381
据此表数据可作出液沫夹带线线2。
3．液相负荷上限线
以作为液体在降液管中停留时间的下限

故得:
据此可作出体流量无关的垂直液相负荷上限线3。
4．液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度=0.006作为最小液体负荷标准:

整理得：
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线4。
5．液泛线
令
再由：

联立解得：
忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得：

其中：

代入数据得：

代入整理得：
在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs值,计算结果列于下表
Ls/(m3/s)
Vs/(m3/s)
Ls/(m3/s)
Vs/(m3/s)
0.0015
5．9631
0.003
5．794
0.0045
5．6384
0.006
5．485
由此表数据可作出液泛线5。
6．负荷性能图
根据以上各线方程，作出塔的负荷性能图：
2
4
6
8
10
0
0．0015
0．003
0．0045
0．006
1
3
4
2
A
LS，m3/s
Vs，m3/s
5

1、漏液线2、液沫夹带线3、液相负荷上限线4、液相负荷下限线5、液泛线
由图可知，操作受液泛线和漏液控制。工艺操作条件下气体流量，，操作点如图中A点所示。操作线相应的最小操作负荷，最大负荷，得：
塔板操作弹性=
四、总塔高、总压降及接管尺寸的拟定
1．总塔高
1）塔顶空间
取
2）塔釜空间
取
3）裙座
由于裙座内径大于800mm，故裙座壁厚取16mm，基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm 考虑到再沸器，故裙座高度取：H2=0.6m。
4）封头高度
取：
5）人孔
根据每6～8个板开一个孔因此开三个人孔，并且每个人孔大小为：。
6）进料板高度
取：
总塔高：
2．总压降
1）干板阻力的计算

由，查筛板塔的汽液负荷因子曲线图得
故
2）气体通过液层的阻力计算

查充气系数关联图得。
故
3）液体表面张力的阻力计算。液体表面张力所产生的阻力由下式计算，即：

气体通过每层塔板的液柱高度按下式计算：

气体通过每层塔板的压：

总压降：
3．接管尺寸
1）进料管
进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T形进料管。本设计采用直管进料管。

本次加料选用泵加料,所以由泵输送时WF可取1.5～2.5m/s,本次设计取.
则管径

取进料管规格Φ68×3.0 则管内径d=62mm
进料管实际流速:
2)塔顶蒸气管
塔顶平均摩尔质量：
塔顶气相平均摩尔质量：

塔顶液相平均摩尔质量：

则塔顶蒸汽密度：

精馏段气相负荷：

精馏段气相质量流量：

操作压力为常压，蒸气速度WP可取12～20m/s，本次设计取WP=20m/s则：

可取回流管规格Φ478×9 ; 则实际管径d=460mm
3）回流管
采用直管回流管，回流管的回流量

塔顶液相平均摩尔质量

塔顶平均密度：
由tD=80.3℃,查手册得：

塔顶液相质量流量：

冷凝器安装在塔顶时，回流液在管道中的流速不能太高，否则冷凝器高度也要相应提高，对于重力回流一般选取WR为0.2～0.5m/s,本次设计取WR=0.5m/s.

圆整后:
可取回流管规格Φ146×4.5 ;则管内直径d=141mm
回流管内实际流速

4)塔底出料管
塔底
摩尔流量:
平均密度:
平均摩尔质量:
质量流量：
塔釜流出液体的速度WW一般为0.5～1.0m/s,本次设计取WW=1.0m/s.

圆整后:
可取回流管规格Φ68×3.5 则实际管径d=61mm
塔釜蒸汽接管实际流速

5）法兰
由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，选用相应法兰。
进料管接管法兰： PN6DN70 HG 5010
回流管接管法兰： PN6DN50 HG 5010
塔釜出料管接法兰：PN6DN80 HG 5010
塔顶蒸汽管法兰： PN6DN500 HG 5010
第五章 辅助设备选型与计算
一、泵计算及选型
由查手册得：
进料板液相的质量分数：

进料板的液相密度：

进料板的平均黏度：

解得：
已知进料量：

取管速则：

故可采用GB3091-93 Φ68×3.5的油泵
则内径 代入得:

取绝对粗糙度为： `
则相对粗糙度为：
将雷诺系数Re、相对粗糙度代入莫狄图摩擦系数图，查图得：
提馏段实际塔板数：
进料口位置高度：

扬程
根据流量、等查离心泵规格：
可选取：IS80-65-125型泵
IS80-65-125型泵的重要参数
型号
IS80-65-125
转速 r/min
2900
流量 m3/h
30
扬程 m
22．5
效率 %
64
功率 KW
轴功率
2．87
电动机功率
5．5
必需气蚀余量 m
3．0
二、再沸器的计算与选型:
选用卧式U型管换热器,经解决后,放在塔釜内,加热蒸汽为0.2MPa、120.57℃的水蒸气，传热系数。
已知：
再沸器液体入口温度：
回流汽化为上升蒸气时的温度：
加热蒸汽温度：
加热蒸气冷凝为液体温度：
则：

可得：
由 ， 查液体比汽化热共线图得：
质量流量：
则传热量为:

则传热面积:

三、冷凝器的计算及选型
因本次设计冷凝与被冷凝气体走管间，对于蒸馏塔的冷凝器，一般选管壳式冷凝器，螺旋板式换热器，以便及时排出冷凝液，因此本次设计冷凝器选用重力回流直立冷凝器。
冷凝水循环与气体方向相反，当逆流式流入冷凝器时，其液膜减少，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用。
冷却剂采用深井水，冷却水出口温度一般不超过40℃，否则易结垢，取t2=38℃。
塔顶温度tD1=80.3℃,泡点回流tD2=80.1℃;冷凝水t1=20℃ , t2=38℃则:

由 ,查液体汽化潜热共线图得:
已知塔顶质量流量:

冷凝的热量:

传热系数:K=400kcal(m2·h·℃)=1680KJ/( m2·h·℃)=0.46667 KJ/( m2·s·℃)
则传热面积:

操作弹性为1.966,则
冷凝水流量:

列管式换热器的规格
公称直径mm
管程数
管子数量
管长/mm
换热面积/m2
公称压力MPa
1000
2
29
6000
343.7
2.50

第六章 设计结果汇总
一、筛板塔设计结果表
筛板塔设计计算结果
序号
项目
数值
1
平均温度tm,℃
94.595
2
平均压力
101.325
3
气相流量
3.5659
4
液相流量
0.0164
5
实际塔板数
26
6
塔径,m
2
7
实际有效高度，m
15.6
8
板间距,m
0.6
9
溢流形式
单溢流
10
降液管形式
弓形
11
堰长,m
1.4
12
堰高，m
0.0443
13
板上液层高度,m
0.08
14
堰上液层高度,m
0.0357
15
降液管底隙高度,m
0.0334
X16
安定区宽度,m
0.08
17
边沿区宽度,m
0.05
18
开孔区面积,m2
2.17
19
筛孔直径,m
0.008
20
筛孔数目
8408
21
孔中心距,m
0.02
22
开孔率,%
0.14512
23
空塔气速，
1．2714
24
筛孔气速，
11．317
25
稳定系数
1.664
26
每层塔板压降,
0.65795
27
负荷上限
液泛线
28
负荷下限
漏液线
29
液膜夹带ev
0.0031
30
气相负荷上限,
4.213
31
气相负荷下限,
2．1413
32
操作弹性
1.966

二、接管及附属设备
附属设备
1
进料管
规格
Φ68×3.0
2
塔顶蒸气管
规格
Φ478×9
3
回流管
规格
Φ146×4.5
4
塔底出料管
规格
Φ68×3.5
5
冷凝器
传热面积A，m2
304.28
6
再沸器
传热面积A，m2
109．55
7
泵
型号
IS80-65-125

第七章 设计过程的评述和讨论
一、回流比的选择
回流是保证精馏塔连续稳定操作的必要条件之一，且回流比是影响精馏操作费用和投资费用的重要因素。总费用中最低所相应的回流比即为适宜回流比。
在精馏设计中，一般并不进行具体的经济衡算，而是根据经验选取。通常，操作回流比可取最小回流比的1.1～2倍。我计算的回流比为1.182，我取的回流比R=2Rmin=2.364。
二、塔高和塔径
影响塔板效率的因素有很多，概括起来有物性性质﹑塔板结构及操作条件三个方面。物性性质重要是指黏度﹑密度﹑表面张力﹑扩散系数及相对挥发度等。塔板的结构重要涉及塔板类型板间距堰高及开孔率等。操作条件是指温度压强气体上升速度及气液流量比等。影响塔板效率的因素多而复杂，很难找到各因素之间的定量关系。设计中所用的板效率数据，一般是从相近的生产装置或中式装置中取得经验数据。因此，我通过经验数据和查表在综合算得塔径为2m，塔高为19.1m。
三、进料状况的影响
由于不同进料状况的影响，使从进料板上升蒸汽量及下降液体量发生变化，也即上升到精馏段的蒸汽量及下降到提留段的液体量发生了变化。我们选择泡点进料，由于原料液的温度与板上液体的温度相近，因此，原料液所有进入提留段，作为提留段的回流液，两端上升的蒸汽流相等，即。
四、辅助设备
对连续精馏装置的热量衡算，可以求得冷凝器和再沸器的热负荷以及冷却介质和加热介质的消耗量，并为设计这些换热设备提供基本数据。从传质角度而言，宜将热量加入塔底，即选择冷进料，这样可提供更多的气相回流。
随着进料带入热量增长，塔底再热器供热必将减少，加热蒸汽消耗量减少，但全塔总的耗热量是一定的。从废热回收运用和能量回收品味而言，加热原料所需的品味较低，且多可运用废热。因此我们采用热进料。
精馏过程需要消耗大量的能量，我们采用的减少能耗的具体措施如下：
1)选择经济合理的回流比；
2)回收精馏装置的余热，以用作本装置和其他装置的热源；
3)对精馏过程进行优化控制，减小操作裕度，使其在最佳状况下操作，可保证过程能耗为最低。
五、精馏塔的操作和调节
对于我们的精馏塔和物系，保持精馏稳态操作采用的措施是：
1)塔压稳定；
2)进出塔系统物料平衡和稳定；
3)进料组成和热状况稳定；
4)回流比恒定；
5)再沸器和冷凝器的传热条件稳定；
6)塔系统和环境间散热稳定等。
第八章 工艺流程图

参考文献：
[1]、石油化学工业规划设计院。塔的工艺计算。北京：石油化学工业出版社，1997。
[2]、化工设备技术全书编辑委员会。化工设备全书—塔设备设计。上海：上海科学技术出版社，1998。
[3]、时钧，汪家晶等。化学工程手册，北京：化学工业出版社，1986。
[4]、上海医药设计院。化工工艺设计手册（上、下）。北京工业出版社，1986。
[5]、陈敏恒。丛德兹等。化工原理（上、下册）（第二版）。北京：化学工业出版社，2023。
[6]、大连理工大学化工原理教研室。化工原理课程设计。大连：大连理工大学出版社。1994
[7]、柴诚敬，刘国维，李柯娜。化工原理课程设计。天津：天津科学技术出版社，1995
[8]、诸林、刘瑾、王治红等.化工原理.石油工业出版社.2023.

设计心得
通过本次设计，让自己进一步对精馏塔的结识加深，体会到课程设计是我们所学专业课程知识的综合应用的实践训练，也深深感受到做一件事，要做好是那么的不容易。
在本次设计中，我结合书本与网上的一些知识来完毕了自己的课程设计。其中的设计评述、泵的计算与选型参考网上的模板。在本次设计中虽然自己做了近三周时间,深深体会到计算时的繁锁。一方面是对塔的操作压强没有弄明白，在老师的帮助下自己不久的解决了。另一方面是再计算时有许多是根据经验来取数据的如：塔板间距、上液层高度、筛孔直径等，这些对于我们这些只学了一些简朴的理论知识的学生来说简直是难上加难，以至于自己再算到这些时，算了一次又一次，才满足了工艺规定。再次，再查一些规格时，到图书馆找了很长时间也没有找到，以至于到上交工程设计时也没有给出再沸器等的型号。
虽然，自己通过很长时间来完毕自己的设计内容的计算，一遍又遍，但还是觉得不算苦，必然有一句“千里之行，始于足下”。再完毕设计内容后那就是选择工艺流程图，然而自己对工艺流程图的绘制却不知无从下手。最后，工艺流程是自己在结合书本上和网络，根据我们的设计规定选择了这个工艺流程。在拟定本次工艺流程图之后，自己也到图书馆的电子阅览室花了一天的时间把工艺流程图画完。也感觉到自己CAD的不行，以后要花时间来练习。
短短的几周课程设计，使我发现了自己所掌握的知识是真正如此的缺少，自己综合应用所学的专业知识能力是如此的局限性，几年来的学习了那么多的课程，今天才知道自己并不会灵活综合应用，在此后一定要不断加强。并庆幸自己能有本次的工程设计训练，虽然是有点苦，但让我学习到了很多知识，也进一步的强化了自己所学的专业知识。相信本次设计训练对自己的此后工作都会有一定的帮助。最后，也感谢老师给我们的帮助，给予我们这次锻炼的宝贵机会。